一種汽油深度脫硫方法與流程

2023-06-18 00:24:51 1

本發明涉及一種汽油脫硫方法，特別是涉及一種汽油深度脫硫方法。

背景技術：
隨著人們對環境保護的日益重視，世界各國的新環保法規對汽油質量的要求愈加嚴格。例如，我國於2017年1月1日即將實施的國V車用汽油標準將要求烯烴含量在25％以下，硫含量在10ppm以下；美國環保局(EPA)規定汽油的硫限值為30ppm(TierIl)；歐洲要求汽油的硫含量應當低於50ppm(歐IV排放標準)。因此，必須對汽油進行深度脫硫才可能達到相關要求。吸附脫硫在脫除汽油原料中硫化物的同時對汽油產品辛烷值的影響較小，因此是較具潛力的脫硫方法之一，目前也有較多報導。例如，由Black&VeatchPritchardInc.與AlcoaIndustrialChemicals聯合開發的IRVAD技術採用多級流化床吸附方式，使用氧化鋁基質選擇性固體吸附劑處理液體烴類，在吸附過程中，吸附劑逆流與液體烴類相接觸，使用過的吸附劑逆向與再生熱氣流(例如氫氣)反應得以再生。該技術的脫硫率可達90％以上，然而該吸附劑選擇性不高，吸附硫容有限，並且再生過程相對複雜。Phillips石油公司研發的S-Zorb工藝是在臨氫的條件下採用一種特定的吸附劑進行脫硫，該吸附劑以氧化鋅、二氧化矽、氧化鋁作為載體並且負載Co、Ni、Cu等金屬組分，其能夠吸附硫化物中的硫原子，使之保留在吸附劑上，而硫化物的烴結構部分則被釋放回工藝物流中，從而實現脫硫過程。該工藝在反應過程中不產生H2S，從而避免了H2S與烯烴再次反應生成硫醇。然而，該脫硫技術工藝操作條件相對苛刻，脫硫反應的溫度為343-413℃，壓力為2.5-2.9MPa。儘管上述吸附脫硫方法能夠減小汽油產品辛烷值的損失，然而操作相對複雜，並且脫硫深度不夠，通常難以將汽油脫硫至10ppm以下。此外，由於汽油成分相對複雜，並且某些成分會在吸附脫硫過程中產生競爭吸附，從而造成吸附脫硫效率降低、吸附劑使用壽命縮短等缺陷。加氫脫硫是脫除汽油中硫化物最為有效的方法。並且，為了避免加氫脫硫過程中汽油中的烯烴等成分被飽和而導致辛烷值損失，工業上通常先對汽油原料進行蒸餾，從而將其切割為兩個以上餾分，其中對輕餾分以非加氫脫硫方式進行脫硫，從而避免辛烷值損失；對重餾分通常以選擇性加氫脫硫方式進行脫硫，從而實現深度脫硫。例如，石油化工科學研究院於2001年開發的FCC汽油選擇性加氫脫硫工藝(RSDS-Ⅰ)，先在90℃的切割溫度下將FCC汽油切割成輕、重餾分，然後對輕餾分進行鹼抽提脫硫醇，並採用主催化劑RSDS-Ⅰ和保護劑RGO-2對重餾分進行選擇性加氫脫硫；而在對上述工藝進行改進的第二代FCC汽油選擇性加氫脫硫技術(RSDS-Ⅱ)將切、重餾分的切割點降至70℃，並且在重餾分選擇性加氫脫硫部分採用第二代加氫催化劑RSDS-21、RSDS-22。法國石油研究院(IFP)Axens公司開發的Prime-G+工藝，採用全餾分預加氫、輕重汽油切割和重餾分選擇性加氫脫硫的工藝流程，其根據硫含量的目標值將切割溫度設為93-149℃，並且在全餾分預加氫過程中，採用HR845催化劑將輕硫化物與二烯烴作用形成高沸點的硫化物，因此烯烴沒有被飽和；此外，在重餾分選擇性加氫脫硫中採用HR806和HR841兩種催化劑進行，操作更加靈活。中國石化撫順石油化工研究院開發的OCT-M工藝在90℃的切割溫度下將FCC汽油切割為輕、重兩個餾分，其中對輕餾分進行脫硫醇，對重餾分採用FGH-20/FGH-11組合催化劑進行選擇性加氫脫硫。海順德開發出的HDDO系列脫雙烯烴催化劑、HDOS系列深度加氫脫硫催化劑、HDMS系列脫硫醇催化劑以及相應的FCC汽油選擇性加氫脫硫工藝(CDOS)，先將FCC汽油在較低溫度、臨氫條件下進行脫二烯烴反應，然後將FCC汽油切割為輕、重兩個組分，並對重餾分進行深度加氫脫硫，加氫後的重餾分與輕餾分調和而得到低硫清潔汽油。上述方法對汽油原料的切割溫度普遍較高，切割所形成的輕餾分中硫含量相對較大，僅依靠脫硫醇等非加氫脫硫方式難以使輕餾分的硫含量降至10ppm以下，在生產硫含量小於10ppm的汽油產品時，大部分輕餾分仍需要加氫脫硫，因而全餾分汽油的辛烷值損失量較高(例如高達3.0-4.0)。此外，儘管上述加氫脫硫方式能夠使汽油的硫含量大大降低，然而存在投資和操作費用高，在脫除硫化物的同時使大量的烯烴被飽和，既增加了氫耗，也使汽油的辛烷值大幅降低。因此，期待一種在實現深度脫硫的同時減小汽油產品辛烷值損失的汽油脫硫方法。

技術實現要素：
本發明提供一種汽油深度脫硫方法，用於解決現有技術中的脫硫方法操作複雜，並且難以同時實現深度脫硫和減小辛烷值損失等技術缺陷。本發明提供一種汽油深度脫硫方法，包括如下步驟：將汽油原料切割為輕餾分和重餾分；對所述輕餾分進行液液萃取，得到含有烯烴的輕餾分萃餘油和含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油；對所述重餾分進行萃取蒸餾，得到含有烯烴的重餾分萃餘油和含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油；對所述輕餾分萃取油和重餾分萃取油進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分；將所述輕餾分萃餘油、重餾分萃餘油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油；其中，所述輕餾分與重餾分的切割溫度為80-120℃。在本發明中，所述汽油原料可以為催化裂化汽油等。所述切割是將汽油原料按照餾程從低到高切割為輕、重兩個餾分；可以採用本領域常規方法進行所述切割，例如蒸餾等。進一步地，所述輕餾分與重餾分的切割溫度為90-110℃。經研究發現：催化裂化汽油中硫化物的分布具有以下特點：1、碳五以下(沸點通常＜40℃)的餾分中，主要含有硫醇硫；2、碳六(沸點通常為40-80℃)餾分中主要含有噻吩硫；3、碳七(沸點通常為70-110℃)餾分中主要含有甲基噻吩硫；4、碳七以上的餾分中的硫化物以烷基噻吩和硫醚硫為主。基於以上研究，本發明人採用特定的切割溫度將汽油原料切割為輕餾分和重餾分；其中：1、上述輕餾分中含有大量的烯烴，並且含有部分芳烴、烷烴及環烷烴，硫化物主要為噻吩、甲基噻吩、烷基噻吩等；針對上述輕餾分中的噻吩和甲基噻吩，本發明採用液液萃取方式可容易地進行脫除，而對於上述輕餾分中某些與烴的抽提選擇性較低且沸點較高的硫化物，液液萃取時溶劑再生所需溫度較高，會導致硫化物與烯烴生膠加重，因此不易實現這些硫化物的脫除。鑑於此，本發明對液液萃取後的萃取油進行選擇性加氫脫硫，從而實現深度脫硫；同時，由於液液萃取過程已將輕餾分中的硫化物和大部分芳烴萃取出來從而與烷烴、烯烴和環烷烴分離，因此在後續選擇性加氫脫硫時輕餾分中的烯烴不會被飽和，從而可以避免汽油產品的辛烷值損失，並且還能大幅度降低總的脫硫負荷。2、上述重餾分中烯烴含量較低而芳烴和硫化物含量較高，因此本發明先採用萃取蒸餾將重餾分中的烯烴分離出來，隨後對分離了烯烴的重餾分進行選擇性加氫脫硫，既可以滿足深度脫硫，同時還能夠避免汽油產品的辛烷值損失。基於上述研究成果而提出本發明，其在實現深度脫硫的同時還能夠顯著減小汽油產品辛烷值損失。在本發明中，液液萃取的目的是通過有機溶劑將輕餾分中的烯烴、烷烴、環烷烴等成分與硫化物、大部分芳烴及環烯等其它成分分離，從而避免烯烴等不飽和烴在後續選擇性加氫脫硫過程中被飽和而造成汽油產品辛烷值降低。本領域技術人員可以根據該目的來選擇適宜的有機溶劑和液液萃取工藝。在一實施方式中，所述液液萃取包括：使所述輕餾分從抽提塔中下部進入，有機溶劑從抽提塔頂部進入，並且從抽提塔底部回流裝置注入C5烷烴；其中，控制抽提塔塔頂溫度為55-100℃，塔底溫度為40-80℃，塔頂絕對壓力為0.2-0.7MPa，所述有機溶劑與輕餾分進料比(體積比)為1.0-5.0，C5烷烴與輕餾分進料比(體積比)為0.1-0.5；收集抽提塔塔頂流出物，得到含有烯烴的輕餾分萃餘物；收集抽提塔塔底流出物，得到含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取物；對所述輕餾分萃餘物進行水洗，得到含有烯烴的輕餾分萃餘油；對所述輕餾分萃取物中的有機溶劑和C5烷烴進行分離，得到含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油。其中，所述有機溶劑可以選自二甘醇、三甘醇、四甘醇、二甲亞碸、環丁碸、N-甲醯嗎啉、N-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇和碳酸丙烯酯中的一種或多種，進一步為三甘醇、四甘醇和環丁碸中的一種或多種；控制所述有機溶劑的含水量(即水的重量含量)＜1.0％是有利的，進一步可以為0.6-0.8％。在本發明中，加入所述C5烷烴是為了增加分離效率；在一實施方式中，C5烷烴可選自正戊烷和異戊烷中的一種或兩種。進一步地，控制抽提塔塔頂溫度為65-80℃，塔底溫度為50-60℃，塔頂絕對壓力為0.5-0.6MPa，所述有機溶劑與輕餾分進料比為2.0-3.0，C5烷烴與輕餾分進料比為0.2-0.3。此外，對所述輕餾分萃餘物進行水洗的目的是去除其中的有機溶劑；在進行所述水洗時，可以控制水的用量(基於輕餾分萃餘物的量)為1-10％，例如為2-4％。在一實施方式中，對所述輕餾分萃取物中的有機溶劑和C5烷烴進行分離，可以包括：使所述輕餾分萃取物進入抽提蒸餾塔頂部，收集抽提蒸餾塔頂部流出物，回收得到C5烷烴，收集抽提蒸餾塔塔底流出物，得到含有輕富硫組分(含有硫化物、芳烴、環稀)、有機溶劑和水的第一混合物；其中，控制抽提蒸餾塔絕對壓力為0.15-0.3MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度為150-180℃；使所述第一混合物進入回收塔中部，收集回收塔塔頂流出物，得到含有輕富硫組分和水的第二混合物，收集回收塔塔底流出物，回收得到有機溶劑；其中，控制回收塔絕對壓力為0.015-0.05MPa，回收塔塔底溫度為130-180℃；將所述第二混合物冷凝後進行油水分離，得到水和含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油(即輕富硫組分)。進一步地，回收得到的C5烷烴經冷凝後可返回至所述抽提塔底部回流裝置進行循環利用；得到的水一部分可返回所述回收塔塔頂，另一部分用於對所述輕餾分萃餘物的水洗；回收得到的有機溶劑經換熱後可返回所述抽提塔頂部循環使用。進一步地；抽提蒸餾塔絕對壓力可以為0.2MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度可以為160℃；回收塔絕對壓力可以為0.035-0.045MPa，回收塔塔底溫度可以為165-175℃。在本發明中，萃取蒸餾的目的是通過有機溶劑將重餾分中的烯烴、烷烴、環烷烴等成分與硫化物、大部分芳烴及環烯等其它成分分離，從而避免烯烴等不飽和烴在後續選擇性加氫脫硫過程中被飽和而造成汽油產品辛烷值降低；此外，在萃取蒸餾中，還能夠利用蒸餾來實現不同組分的分離。本領域技術人員可以根據該目的來選擇適宜的有機溶劑和萃取蒸餾工藝。在一實施方式中，所述萃取蒸餾包括：使所述重餾分從萃取蒸餾塔中下部進入，有機溶劑從萃取蒸餾塔上部進入；其中，控制萃取蒸餾塔的理論塔板數為25-45，塔頂溫度為70-110℃，塔底溫度為150-190℃，塔頂絕對壓力為0.1-0.5MPa，有機溶劑與重餾分的進料比(即體積比)為1.0-5.0，回流比為0.1-4.0；收集萃取蒸餾塔塔頂流出物，得到含有烯烴的重餾分萃餘物；收集萃取蒸餾塔塔底流出物，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃取物；對所述重餾分萃餘物進行水洗，得到含有烯烴的重餾分萃餘油；對所述重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油。在上述萃取蒸餾條件下，重餾分中的烯烴與芳烴的分離程度可達到90％以上，分離效果好。其中，重餾分與有機溶劑在萃取蒸餾塔中經多級逆流接觸，重餾分從萃取蒸餾塔頂部流出時部分硫化物、大部分芳烴及環烯等成分被萃取脫除，從而形成含有烯烴、烷烴、環烷烴等成分的重餾分萃餘物，重餾分萃餘物經冷凝器冷凝後，一部分回流，以維持萃取蒸餾塔塔內的熱量平衡，並保證萃取蒸餾的穩定進行以及產品的分離精度，其中回流比(即用於回流的重餾分萃餘物與餾出的重餾分萃餘物之間的體積比)為0.1-4.0；萃取了重餾分中的硫化物和芳烴的溶劑從塔底流出，形成重餾分萃取物，其中含有重富硫組分(包括硫化物、芳烴、環烯等)、水和溶劑。在上述萃取蒸餾中，所述有機溶劑可以選自二甘醇、三甘醇、四甘醇、二甲亞碸、環丁碸、N-甲醯嗎啉、N-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇和碳酸丙烯酯中的一種或多種，進一步為三甘醇、四甘醇和環丁碸中的一種或多種，例如三甘醇與環丁碸的混合溶劑，其中環丁碸與三甘醇的體積比可以為(6-9)：(4-1)；控制所述有機溶劑的含水量(即水的重量含量)＜1.0％是有利的，進一步可以為0.6-0.8％。進一步地，所述萃取蒸餾塔的理論塔板數為30-35，塔頂溫度為80-100℃，塔底溫度為160-180℃，塔頂絕對壓力為0.3-0.4MPa，有機溶劑與重餾分的進料比為2.0-3.0，回流比為0.2-2.0。此外，對所述重餾分萃餘物進行水洗的目的是去除其中的有機溶劑；在水洗時，可以控制水的用量(基於重餾分萃餘物的量)為1-10％，例如為2-4％。在一實施方式中，對所述重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離，可以包括：使所述重餾分萃取物從溶劑回收塔中上部進入，蒸汽(水蒸汽)從溶劑回收塔下部進入；其中，所述溶劑回收塔的理論塔板數為10-30，塔頂溫度為50-100℃，塔底溫度為150-200℃，塔頂絕對壓力為0.03-0.07MPa，蒸汽與重餾分萃取物的進料比(即質量比)為(0.1-0.5)：100，回流比為0.2-4.0。在上述溶劑回收塔中，重富硫組分與溶劑得到分離，其中溶劑從塔底流出後可進入萃取蒸餾塔中進行循環利用；重富硫組分和蒸汽從塔頂流出，經冷凝後，採用常規方式(例如抽真空)脫水，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油(即重富硫組分)，重餾分萃取油隨後進行選擇性加氫脫硫，一部分脫除的水用於回流，以維持溶劑回收塔塔內的熱量平衡，保證分離過程穩定進行，其中回流比(即用於回流的水與餾出的水之間的體積比)為0.2-4.0，其餘的水用於對重餾分萃餘物的水洗。進一步地，所述溶劑回收塔的理論塔板數為15-25，塔頂溫度為60-80℃，塔底溫度為165-185℃，塔頂絕對壓力為0.04-0.06MPa，蒸汽與重餾分萃取物的進料比為(0.3-0.4)：100，回流比為0.5-2.0。在一實施方式中，所述萃取蒸餾可以包括：使重餾分從萃取蒸餾塔中下部進入，有機溶劑從萃取蒸餾塔上部進入，萃取蒸餾塔塔頂流出物形成含有烯烴的重餾分萃餘物，萃取蒸餾塔塔底流出物形成含有硫化物及芳烴的重餾分萃取物；使上述重餾分萃餘物進入水洗塔中進行水洗，得到含有烯烴的重餾分萃餘油；使上述重餾分萃取物從溶劑回收塔中上部進入，蒸汽從溶劑回收塔下部進入，溶劑回收塔塔底流出物形成有機溶劑，溶劑回收塔塔頂流出物形成重富硫組分和水的混合物；使上述混合物進入富硫油罐中進行分離，形成含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油(即重富硫組分)和水，形成的水一部分返回至溶劑回收塔，另一部分返回至水洗塔。進一步地，可以使水洗塔塔底出水進入水汽提塔塔頂進行汽提，水汽提塔塔頂流出物(即從水中所汽提出的微量有機物)隨後可進入回流罐進行分離，水汽提塔塔底流出物(即含溶劑的水)隨後可進入溶劑回收塔塔底進行溶劑回收。水汽提塔底部通常設有重沸器，其產生的汽提蒸汽可作為溶劑回收塔的蒸汽來源。在回流罐中，有機物與水可通過常規方式進行分離(例如抽真空)，分離出的有機物隨後進入萃取蒸餾塔塔底，分離出的水可與水洗塔塔底出水合併後進入水汽提塔塔頂進行汽提。此外，可以使溶劑回收塔塔底的一部分有機溶劑作為水汽提塔塔底重沸器的熱源，然後與萃取蒸餾塔塔底的萃取物換熱，再返回至萃取蒸餾塔塔頂；另一部分有機溶劑可進入溶劑再生塔中部，同時水汽提塔塔底產生的蒸汽進入溶劑再生塔底部對溶劑進行水蒸汽蒸餾，溶劑再生塔塔頂流出物進入溶劑回收塔塔底。上述方式不僅能夠對有機溶劑進行循環利用，還能夠保證整個系統循環溶劑的使用性能，同時有利於節約資源和能源。在本發明中，可以採用本領域的常規方法進行所述選擇性加氫脫硫，例如S-zorb、RSDS、OCT-M、Prime-G+、CODS等選擇性脫硫方法或其他選擇性深度脫硫方法，也可以為上述方法中的兩種以上方法的組合。在一實施方式中，可以將所述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後與氫氣在選擇性加氫脫硫催化劑的作用下進行所述選擇性加氫脫硫；其中，控制所述選擇性加氫脫硫的溫度為200-300℃，壓力為1.5-2.5MPa，體積空速為1-5h-1，氫油體積比為400-600。本發明對所述選擇性加氫脫硫催化劑不作嚴格限定，可以為本領域常規的催化劑。在一實施方式中，所述選擇性加氫脫硫催化劑可以是公開號為CN104673376A的中國專利中所公開的催化劑。具體地，所述選擇性加氫脫硫催化劑可以由載體負載活性金屬成分而得到；其中，所述載體可以為分子篩(例如X型、Y型或ZSM-5型)或金屬氧化物(例如三氧化二鋁)，所述活性金屬可以包括Co和Mo，Co和Mo在所述載體上的總負載量可以為5-20％。更進一步地，載體上負載的Co與Mo的質量比為(0.2-0.6)：1。本發明的汽油深度脫硫方法，還可以進一步對所述輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油進行吸附脫硫。具體地，可以分別對所述輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油進行吸附脫硫，也可以將所述輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油合併為混合油後對所述混合油進行吸附脫硫。在一實施方式中，本發明的汽油深度脫硫方法可以包括：對所述輕餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和輕餾分富硫油；對所述重餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到重餾分吸附脫硫油和重餾分富硫油；將所述輕餾分吸附脫硫油、重餾分吸附脫硫油和所述脫硫餾分混合，得到脫硫汽油。具體地，可以利用脫硫吸附劑進行所述吸附脫硫，本發明對所採用的脫硫吸附劑不作嚴格限定，可以為本領域常規的脫硫吸附劑。在一實施方式中，所述脫硫吸附劑可以是公開號為CN104667861A的中國專利中所公開的脫硫吸附劑。具體地，所述脫硫吸附劑由分別經鹼處理的分子篩和活性炭作為複合載體負載活性金屬成分而得到；其中，所述活性金屬選自周期表IA、VIII、IB、IIB和VIB族中的一種或多種元素，所述活性金屬在複合載體上的負載量為2-30％，優選為5-25％，進一步優選為5-20％。進一步地，所述複合載體中，分子篩與活性炭的質量比為(20-80):(80-20)，優選為(20-60):(80-40)；其中，分子篩的類型可以為X型、Y型或ZSM-5型，本發明對所採用X型和ZSM-5型分子篩以及活性炭無嚴格限制，活性炭的比表面通常可為1000m2/g左右；所述Y型分子篩的骨架矽鋁原子比不小於3.0(XRD法測定)。此外，所述活性金屬選自Ni、Fe、Ag、Co、Mo、Zn和K中的至少2種。其中，Ni在複合載體上的負載量可為10-30％；Fe在複合載體上的負載量可為5-15％；Ag在複合載體上的負載量可為5-10％；Co在複合載體上的負載量可為5-10％；Mo在複合載體上的負載量可為5-10％；Zn在複合載體上的負載量可為5-15％；K在複合載體上的負載量可為5-15％。該負載量為每種活性金屬各自在複合載體上的負載量。進一步地，所述活性金屬在複合載體上的負載量為2-30％，優選為5-25％，進一步優選為5-20％。在複合載體上負載兩種以上活性金屬時，所述負載量為活性金屬的總負載量。在一實施方式中，所述活性金屬為K和Ni；進一步地，K在複合載體上的負載量為5-15％，Ni在複合載體上的負載量為10-25％；更進一步地，複合載體上負載的K與Ni的質量比為(0.2-0.5)：1。在另一實施方式中，所述活性金屬為Zn和Fe；進一步地，Zn在複合載體上的負載量為5-15％，Fe在複合載體上的負載量為8-15％；更進一步地，複合載體上負載的Zn與Fe的質量比為(0.5-1)：1。上述脫硫吸附劑可參照公開號為CN104667861A的中國專利中所公開的方法進行製備和再生。進一步地，所述吸附脫硫是利用固定床常壓進行，並且控制吸附脫硫的溫度為20-100℃，輕餾分萃餘油或重餾分萃餘油的流速為0.3-1mL/min。本發明的吸附脫硫對輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油進行，由於各萃餘油中排除了芳烴，因此可以有效避免芳烴在吸附脫硫過程中所引起的競爭吸附，脫硫效率可高達100％，並且還能夠延長吸附劑的使用壽命。此外，還可以進一步對所述輕餾分富硫油和重餾分富硫油進行選擇性加氫脫硫，例如可以將所述輕餾分富硫油和重餾分富硫油與所述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後進行選擇性加氫脫硫。本發明的實施，至少具有以下優勢：1、本發明的汽油深度脫硫方法，基於對汽油原料中硫、烯烴和芳烴等組成分布的研究，先在特定的切割溫度下將汽油原料切割為輕餾分和重餾分，隨後對輕餾分進行液液萃取，對重餾分進行萃取蒸餾，在部分脫硫的同時使烯烴等成分從各餾分中分離，在後續對各餾分中其它成分進行選擇性加氫脫硫過程中不僅不會造成辛烷值的大量損失，還能大幅度地降低總的脫硫負荷。2、本發明的汽油深度脫硫方法，不僅按照切割溫度將汽油原料切割為輕餾分和重餾分，還結合輕餾分和重餾分各自的成分特點對其組分進行劃分，並對劃分後的各個組分進行有針對性地脫硫，整個脫硫過程更加精細和高效。3、本發明的汽油深度脫硫方法，通過優化萃取蒸餾工藝，從而能夠使重餾分中的烯烴與芳烴高度分離，分離度可達90％以上；並且，烯烴與芳烴的分離還有利於避免在後續吸附脫硫過程中所引起的競爭吸附，吸附脫硫效率可高達100％，吸附劑的使用壽命大大延長。4、本發明的汽油深度脫硫方法所生產的脫硫汽油中含硫量達到10ppm以下，辛烷值不僅幾乎未損失甚至略有提高，此外產品收率＞95％，脫硫汽油產品的品質高。附圖說明圖1為本發明實施例1的汽油深度脫硫方法的工藝流程圖；圖2為本發明實施例2的汽油深度脫硫方法的工藝流程圖；圖3為本發明一實施例的汽油深度脫硫方法中萃取蒸餾的工藝流程圖。具體實施方式為使本發明的目的、技術方案和優點更加清楚，下面將結合本發明的附圖和實施例，對本發明實施例中的技術方案進行清楚、完整地描述，顯然，所描述的實施例是本發明一部分實施例，而不是全部的實施例。基於本發明中的實施例，本領域普通技術人員在沒有做出創造性勞動前提下所獲得的所有其他實施例，都屬於本發明保護的範圍。實施例11、製備選擇性加氫脫硫催化劑先採用CoSO4溶液對ZSM-5型分子篩(載體)進行等體積浸漬，經洗滌、乾燥和焙燒後，再採用(NH4)6Mo7O24.4H2O的水溶液對已浸漬CoSO4溶液的ZSM-5型分子篩進行等體積浸漬，經洗滌、乾燥和焙燒後，製得選擇性加氫脫硫催化劑。上述製備的選擇性加氫脫硫催化劑的總比表面為168m2/g左右，總孔體積為0.378mL/g左右，Co在載體上的負載量約為7％，Mo在載體上的負載量約為10％，載體上負載的Co與Mo的質量比為0.7：1。2、汽油脫硫以大慶常壓重油經過催化裂化生產出的催化汽油為原料(其組成見表1)，對該汽油原料進行脫硫的工藝流程如圖1和圖3所示。2.1汽油原料切割將上述汽油原料切割為輕餾分和重餾分，其中輕、重餾分的切割溫度為100℃，即：輕餾分為＜100℃的餾分，重餾分為＞100℃的餾分。2.2液液萃取使輕餾分從抽提塔中下部進入，環丁碸(有機溶劑)從抽提塔頂部進入，並且從抽提塔底部回流裝置注入異戊烷(C5烷烴)，控制抽提塔塔頂溫度為65℃，塔底溫度為50℃，塔頂絕對壓力為0.5MPa，環丁碸與輕餾分進料比為2.0，異戊烷與輕餾分進料比為0.2；收集抽提塔塔頂流出物，得到含有烯烴的輕餾分萃餘物；收集抽提塔塔底流出物，得到含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取物。上述輕餾分萃餘物隨後進入水洗塔進行水洗以去除其中的有機溶劑，水洗塔塔頂流出物形成含有烯烴的輕餾分萃餘油，水洗塔塔底流出物形成水(水洗水)；在進行水洗時，控制水的用量(基於輕餾分萃餘物的量)為3％左右。上述輕餾分萃取物隨後進入抽提蒸餾塔頂部，控制抽提蒸餾塔絕對壓力為0.2MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度為160℃，收集抽提蒸餾塔頂部流出物，回收得到C5烷烴，收集抽提蒸餾塔塔底流出物，得到含有輕富硫組分(含有硫化物、芳烴、環稀及少量的水)、有機溶劑和水的第一混合物。回收得到的C5烷烴經冷凝後可返回至抽提塔底部回流裝置進行循環利用。使上述第一混合物進入回收塔中部，控制回收塔絕對壓力為0.035MPa，回收塔塔底溫度為165℃，收集回收塔塔頂流出物，得到含有輕富硫組分和水的第二混合物，收集回收塔塔底流出物，回收得到有機溶劑。回收得到的有機溶劑經換熱後可返回抽提塔頂部循環使用。將上述第二混合物冷凝後進行油水分離，得到水和含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油(即輕富硫組分)。得到的水一部分可返回回收塔塔頂，另一部分可用於對輕餾分萃餘物的水洗。2.3萃取蒸餾萃取蒸餾的工藝流程如圖3所示，具體包括：使上述重餾分從萃取蒸餾塔101中下部進入，有機溶劑從萃取蒸餾塔101上部進入，重餾分與有機溶劑在萃取蒸餾塔101中經多級逆流接觸，進行脫硫脫芳烴；其中，有機溶劑為由環丁碸和三甘醇混合而成的複合溶劑，複合溶劑中環丁碸與三甘醇的體積比為8：2，複合溶劑的含水量＜1.0％，萃取蒸餾塔101理論塔板數為35，並且萃取蒸餾塔101塔頂溫度為75℃左右，塔底溫度為160℃左右，塔頂絕對壓力為0.3MPa左右，有機溶劑與重餾分的進料比為3.0左右。經脫硫脫芳烴的汽油餾分從萃取蒸餾塔101塔頂引出，得到含有烯烴的重餾分萃餘物，重餾分萃餘物一部分回流，其中回流比為0.6左右；而萃取了硫化物和芳烴的富溶劑從萃取蒸餾塔101的底部引出，得到重餾分萃取物，其含有重富硫組分(包括硫化物、芳烴、環烯等)、水和有機溶劑。在萃取蒸餾塔101中，烯烴與芳烴的分離度達到90％。上述重餾分萃餘物隨後進入水洗塔102進行水洗以去除其中的有機溶劑，水洗塔塔頂流出物形成含有烯烴的重餾分萃餘油，水洗塔102塔底流出物形成水(水洗水)；在進行水洗時，控制水的用量(基於重餾分萃餘物的量)為3％左右。上述重餾分萃取物隨後進入溶劑回收塔103的中部，同時來自水汽提塔105的汽提蒸汽進入到溶劑回收塔103下部進行低真空度的減壓蒸餾操作，以降低塔底溫度，溶劑回收塔103塔底流出物形成有機溶劑，其含水量為0.6-0.65％，塔頂流出物形成重富硫組分和水的混合物；其中，溶劑回收塔103的理論塔板數為20，塔頂溫度為70℃左右，塔底溫度為165℃左右，塔頂絕對壓力為0.04Mpa左右，蒸汽與重餾分萃取物的進料比為0.3：100左右。溶劑回收塔103塔頂流出物通過冷凝器冷凝後進入富硫油罐104，對富硫油罐104抽真空，使重富硫組分和水得到分離，分離出的重富硫組分形成含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油，隨後進入選擇性加氫脫硫單元進行選擇性加氫脫硫，分離出的水一部分返回至溶劑回收塔103頂部進行回流，其中回流比為0.8左右，另一部分則返回至水洗塔102中用於重餾分萃餘物的水洗。水洗塔102塔底出水進入水汽提塔105塔頂進行汽提，從而分離水中的微量有機物，水汽提塔105塔頂流出物隨後進入回流罐106進行分離，水汽提塔105塔底流出物(即含溶劑的水)隨後進入溶劑回收塔103塔底進行溶劑回收。水汽提塔105底部通常設有重沸器，其產生的汽提蒸汽可作為溶劑回收塔103的蒸汽來源。對回流罐106進行抽真空，使有機物與水得到分離，分離出的有機物隨後進入萃取蒸餾塔101塔底，分離出的水與水洗塔102塔底流出的水合併後進入水汽提塔105塔頂進行汽提。溶劑回收塔103塔底流出的有機溶劑中的一部分先作為水汽提塔105塔底重沸器的熱源，然後與萃取蒸餾塔101塔底的萃取物換熱，再返回至萃取蒸餾塔101塔頂，從而完成有機溶劑的循環；另一部分則進入溶劑再生塔107中部，同時水汽提塔105塔底產生的蒸汽進入溶劑再生塔107底部，對有機溶劑進行減壓水蒸汽蒸餾，溶劑蒸汽和水蒸氣從溶劑再生塔107塔頂流出後進入溶劑回收塔103塔底，溶劑再生塔107塔底不定期排渣，以去除溶劑降解物，保障系統循環溶劑的使用性能。2.4選擇性加氫脫硫將上述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後，與氫氣在上述選擇性加氫脫硫催化劑的作用下進行選擇性加氫脫硫；其中，控制控制反應溫度為260℃，反應壓力為1.8MPa，體積空速3.0h-1，氫油體積比(即氫氣與由輕餾分萃取油和重餾分萃取油形成的混合油的體積比)為500，得到脫硫餾分。2.5混合將上述輕餾分萃餘油、重餾分萃餘油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為96％，組成見表1。實施例2本實施例在實施例1的基礎上進行改進，其中不同的是：對實施例1的輕餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和輕餾分富硫油；並且對實施例1的重餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到重餾分吸附脫硫油和重餾分富硫油。隨後，將輕餾分富硫油、重餾分富硫油與實施例1的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分，其工藝流程如圖2所示。利用脫硫吸附劑進行上述吸附脫硫，脫硫吸附劑由分別經鹼處理的ZSM-5型分子篩和活性炭作為複合載體負載活性金屬成分而得到；其中，分子篩與活性炭的質量比為1：1，活性金屬為K和Ni，K在複合載體上的負載量約為5％，Ni在複合載體上的負載量約為10％，複合載體上負載的K與Ni的質量比為0.5：1。經檢測，上述脫硫吸附劑的硫容為0.514，壽命長達8-9h，吸附脫硫效率達到100％；其中，硫容為1g脫硫吸附劑將汽油原料中的總含硫量降至10ppmw以下時所脫除的總硫量(以克計)，即硫容為0.514時，代表1g脫硫吸附劑將汽油原料中的總含硫量降至10ppmw以下時所脫除的總硫量為0.514g。將上述脫硫吸附劑填裝於固定床反應器中，在溫度為30℃以及常壓條件下，以0.5mL/min的流速分別對輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和重餾分吸附脫硫油；在吸附脫硫後，採用150℃的水蒸氣吹掃吸附脫硫後的脫硫吸附劑3h進行洗滌，分別收取輕餾分富硫油和重餾分富硫油，並將該輕餾分富硫油和重餾分富硫油與實施例1的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分。將輕餾分吸附脫硫油、重餾分吸附脫硫油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為96％，組成見表1。實施例3除萃取蒸餾中，萃取蒸餾塔理論塔板數為25，萃取蒸餾塔塔頂溫度為80℃左右，塔底溫度為150℃左右，塔頂絕對壓力為0.2MPa左右，有機溶劑與重餾分的進料比為0.5左右，此時萃取蒸餾塔中烯烴與芳烴的分離度達到80％左右；吸附脫硫中，脫硫吸附劑的壽命為3.4h，吸附脫硫效率達到84％左右之外，其餘均與實施例2相同，得到脫硫汽油，其收率為94％，組成見表1。實施例41、製備選擇性加氫脫硫催化劑按照實施例1方法製備選擇性加氫脫硫催化劑，不同的是，控制Co在載體上的負載量約為4％，Mo在載體上的負載量約為10％，並且載體上負載的Co與Mo的質量比為0.4：1。2、汽油脫硫以濟南的催化汽油為原料(其組成見表2)，對該汽油原料進行脫硫的工藝流程如下。2.1汽油原料切割將上述汽油原料切割為輕餾分和重餾分，其中輕、重餾分的切割溫度為110℃，即：輕餾分為＜110℃的餾分，重餾分為＞110℃的餾分。2.2液液萃取採用實施例1的方法，對輕餾分進行液液萃取，得到含有烯烴的輕餾分萃餘油和含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油；其中，不同的是：在液液萃取時，有機溶劑為四甘醇，C5烷烴為正戊烷；控制抽提塔塔頂溫度為80℃，塔底溫度為60℃，塔頂絕對壓力為0.2MPa，有機溶劑與輕餾分進料比為2.0，C5烷烴與輕餾分進料比為0.2。在對輕餾分萃餘物進行水洗時，控制水的用量(基於輕餾分萃餘物的量)為4％左右。在對輕餾分萃取物中的有機溶劑和C5烷烴進行分離時，控制抽提蒸餾塔絕對壓力為0.2MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度為180℃；控制回收塔絕對壓力為0.025MPa，回收塔塔底溫度為150℃。2.3萃取蒸餾採用實施例1的方法，對重餾分進行萃取蒸餾，得到含有烯烴的重餾分萃餘油和含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油；其中，不同的是：在萃取蒸餾時，有機溶劑為由環丁碸和四甘醇混合而成的複合溶劑，複合溶劑中環丁碸與四甘醇的體積比為8.5：1.5；萃取蒸餾塔理論塔板數為35，並且控制萃取蒸餾塔塔頂溫度為100℃左右，塔底溫度為180℃左右，塔頂絕對壓力為0.3MPa左右，有機溶劑與重餾分的進料比為2.0左右，回流比為2.0左右，此時萃取蒸餾塔中烯烴與芳烴的分離度達到90％左右；在對重餾分萃餘物進行水洗時，控制水的用量為4％左右。在對重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離時，溶劑回收塔的理論塔板數為25，塔頂溫度為80℃左右，塔底溫度為185℃左右，塔頂絕對壓力為0.06MPa左右，蒸汽與重餾分萃取物的進料比為0.3：100左右；回流比為2.0左右，溶劑回收塔塔底的有機溶劑含水量為0.8-0.9％。2.4選擇性加氫脫硫將上述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後，與氫氣在上述選擇性加氫脫硫催化劑的作用下進行選擇性加氫脫硫；其中，控制反應溫度300℃、反應壓力2.5MPa、體積空速2.0h-1、氫油體積比為400，得到脫硫餾分。2.5混合將上述輕餾分萃餘油、重餾分萃餘油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為96％，組成見表2。實施例5本實施例在實施例4的基礎上進行改進，其中不同的是：對實施例4的輕餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和輕餾分富硫油；並且對實施例4的重餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到重餾分吸附脫硫油和重餾分富硫油。隨後，將輕餾分富硫油、重餾分富硫油與實施例4的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分。利用脫硫吸附劑進行上述吸附脫硫，脫硫吸附劑由分別經鹼處理的Y型分子篩和活性炭作為複合載體負載活性金屬成分而得到，其中，活性金屬為Zn和Fe，Zn在複合載體上的負載量約為10％，Fe在複合載體上的負載量約為10％，複合載體上負載的Zn與Fe的質量比為1：1。該脫硫吸附劑的硫容為0.481，壽命長達7-8h，吸附脫硫效率達到100％。將上述脫硫吸附劑填裝於固定床反應器中，在溫度為30℃以及常壓條件下，以0.3mL/min的流速分別對輕餾分萃餘油和重餾分萃餘油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和重餾分吸附脫硫油；在吸附脫硫後，採用180℃的水蒸氣吹掃吸附脫硫後的脫硫吸附劑1h進行洗滌，分別收取輕餾分富硫油和重餾分富硫油，將該輕餾分富硫油和重餾分富硫油與實施例4的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分。將輕餾分吸附脫硫油、重餾分吸附脫硫油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為96％，組成見表2。對照例1除不進行實施例1的萃取蒸餾，而直接將實施例1的輕餾分萃取油與重餾分合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分；將輕餾分萃餘油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油(組成見表1)，其收率為94％，脫硫汽油含硫量為8.5ppm，辛烷值損失達到2個單位。表1脫硫前後汽油的組成對照例2除不進行實施例4的萃取蒸餾，而直接將實施例4的輕餾分萃取油和重餾分合併後進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分；將輕餾分萃餘油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油(組成見表2)，其收率為94％，脫硫汽油含硫量為9.3ppm，辛烷值損失達到2個單位。表2脫硫前後汽油的組成對照例3除不進行實施例1的汽油切割，而直接採用實施例1方法對實施例1的汽油原料進行萃取蒸餾，得到萃取油和萃餘油，隨後採用實施例1方法對萃取油進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫汽油；將萃餘油與脫硫汽油混合，得到脫硫汽油，其收率為94％，脫硫汽油含硫量為8.9ppm，辛烷值損失達到1.4個單位。由上述結果可知：1、採用本發明各實施例方法對汽油原料進行脫硫時，脫硫汽油中含硫量達到10ppm以下，辛烷值降低＜1個單位，產品收率＞95％(實施例3除外)；而對照例1和對照例2方法不進行本發明的萃取蒸餾，而直接對重餾分進行選擇性加氫脫硫，此時辛烷值損失達到2個單位；對照例3方法不進行汽油切割而直接對汽油原料全餾分進行萃取蒸餾，辛烷值損失達到1.4個單位。2、本發明各實施例的萃取蒸餾可使重餾分中的烯烴與芳烴高度分離，分離度可達80％以上，甚至90％以上；並且，烯烴與芳烴的分離還有利於避免在後續吸附脫硫過程中所引起的競爭吸附，吸附脫硫效率可高達100％，吸附劑的使用壽命大大延長。最後應說明的是：以上各實施例僅用以說明本發明的技術方案，而非對其限制；儘管參照前述各實施例對本發明進行了詳細的說明，本領域的普通技術人員應當理解：其依然可以對前述各實施例所記載的技術方案進行修改，或者對其中部分或者全部技術特徵進行等同替換；而這些修改或者替換，並不使相應技術方案的本質脫離本發明各實施例技術方案的範圍。